CN103420757A - 丙烷脱氢反应气的氢气分离方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种丙烷脱氢反应气的氢气分离方法，主要解决现有技术中高压深冷条件下分离氢气设备投资大、能耗高的问题。本发明采用将丙烷脱氢反应气体在压力为0.5～1.5MPa，温度为5～45℃条件下进行气液分离，将气液分离后的气相首先通过采用C₄～C₁₈烃类为吸收剂的吸收塔，烃类被吸收剂吸收下来，氢气得到分离，分离后的部分氢气返回反应系统，其他氢气送至界外；含吸收剂的吸收液经解吸塔解吸后，丙烷、丙烯等烃类物质和吸收剂分离，丙烷、丙烯等烃类进入后续精馏系统进行分离，得到产品丙烯的技术方案，较好地解决了该问题，可用于丙烷脱氢制丙烯的工业生产。

Description

丙烷脱氢反应气的氢气分离方法

技术领域

本发明涉及一种丙烷脱氢反应气的氢气分离方法。

背景技术

丙烯是一种重要的化工原料，主要用于生产PP、异丙苯、丙烯腈、丙烯酸等诸多产品，目前丙烯的生产方法通常为石油烃蒸气裂解方法，根据统计，目前世界上大约50％以上的丙烯通过该方法生产。工业上石脑油裂解温度已提高到840～860℃，单程小直径炉管裂解温度巳提高到900℃以上，由于蒸汽裂解法技术已日臻完善，可改进的余地并不大，加上该法反应温度高、所用耐高温合金材料昂贵、耗能高、易结焦、以及原料要求苛刻(轻质原料油)，所以近年来，催化工作者将更多的注意力转向用其他新技术生产丙烯的研究，包括催化裂解制丙烯技术等。

除了上述石油烃蒸气裂解方法生产丙烯外，丙烷脱氢制丙烯是增加丙烯来源的又一重要途径，也是烷烃资源综合利用的关键。目前有报道美国Lummus、UOP及意大利的Snameprogetti等公司掌握了丙烷脱氢生产丙烯技术，技术的关键是优良的催化剂。Lummus的Catofin工艺、UOP的Oleflex已经有新建装置，原苏联的大多数装置采用Snameprogetti公司的FBD-4工艺。具体文献见中国专利ZL9110898.X，美国专利US4996387。我国目前还没有丙烷脱氢生产丙烯工业化生产的报道。

Lummus的Catofin和UOP的Oleflex工艺中，为分离丙烷脱氢反应产物中的氢气和烃类，脱氢反应产物均经至少三级压缩机压缩至3.0~4.0MPaG，并经冷箱深冷至-100~-165℃进行气液分离，在该压力和温度条件下，反应产物中的C₂及C₂以上的烃类被冷凝下来，气相物流除包含氢气和少量甲烷外，C₂及以上烃的含量可小于1ppm，氢气体积含量可达998%以上，该分离工艺充分回收利用了反应生成的氢气，并副产了高利用价值的氢气，回用氢气中烃类物质特别是烯烃的含量极少，减少了烯烃在反应器中的积碳，延长了脱氢催化剂的再生周期和使用寿命。但是该工艺脱氢反应产物需要经至少三级压缩机压缩，并深冷至-100~-165℃，能耗和设备投资相当高，据报道：60万吨/年丙烷脱氢制丙烯装置需要的投资达35亿元人民币，其中20%左右为三级压缩机和深冷冷箱的设备投资。

以往技术中，丙烷脱氢反应后的气体中约含20%~30%（重量）的氢气，由于氢气的存在，如用常规冷凝（一级压缩至0.8~1.5MPaG，冷却至10~40℃）的方法，将有大量（约20%~30%（重量））的烃类不能冷凝下来，而和氢气一起仅作为燃料而损失，为避免丙烷和丙烯的大量损失，必须将反应后气体经压缩机至少三级压缩至3.5~4.0MPa，并且使用以甲烷或乙烷、乙烯为制冷剂的冷箱设备深冷到温度-100℃以下，在该温度和压力下，氢气和C₂及以上的烃类才能分离，而为达到这个条件使用的三级压缩机压缩和冷箱的投资非常大，同时在操作过程中的所耗费的能耗也相当大。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有技术中丙烷脱氢制丙烯技术中存在的高压深冷条件下分离氢气设备投资大、能耗高的问题。提供一种新的丙烷脱氢反应气的氢气分离方法，该方法具有设备投资小、能耗低的优点。

为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：一种丙烷脱氢反应气的氢气分离方法，依次包括以下几个步骤：

a)  将丙烷脱氢反应气体在压力为0.5～1.5MPa，温度为5～45℃的条件下，进行气液分离，分离后的气相含有氢气和烃类；

b）将气相通过以C₄～C₁₈烃类为吸收剂的吸收塔，烃类被吸收剂吸收下来，氢气得到分离，分离后的部分氢气返回反应系统，其他氢气送至界外；

c）含吸收剂的吸收液经解吸塔解吸后，烃类物质和吸收剂分离，烃类进入后续精馏系统进行分离，得到产品丙烯。

上述技术方案中，将丙烷脱氢反应气体压缩至压力为0.5～1.5MPa，冷却至温度为5～45℃条件下进行气液分离，所述气相中的烃类中含有气态丙烷和丙烯烃类，分离后的液相含有液态丙烷和丙烯烃类。将气液分离后的气相首先通过采用C₄～C₁₈烃类为吸收剂的吸收塔，烃类被吸收剂吸收下来，氢气得到分离，分离后的部分氢气返回反应系统，其他氢气送至界外；含吸收剂的吸收液经解吸塔解吸后，丙烷、丙烯等烃类物质和吸收剂分离，丙烷、丙烯等烃类进入后续精馏系统进行分离，得到产品丙烯。

丙烷脱氢反应后气体经压缩机压缩至优选范围0.8~1.0MPaG，并冷却至优选范围10~15℃进行气液分离；压缩过程为1级压缩，压缩机可为离心式压缩机、往复式压缩机或螺杆压缩机；丙烷脱氢反应后气体经压缩冷却后进入至少由两个塔系统组成的的吸收解吸装置，丙烯和未反应的丙烷等烃类物质与氢气实现分离；吸收剂为含5~12个碳原子的烃类；吸收剂优选方案为己烷、环己烷、苯、甲苯、二甲苯、乙苯、二乙二醇醚、三乙二醇醚、环丁砜、芳烃抽余油中的至少一种或组合；吸收塔操作压力优选范围为0.5~1.5MPa，塔顶温度优选范围为10~40℃，塔釜温度优选范围为40~60℃，解吸塔操作压力优选范围为0.5~1.0MPa，塔顶温度优选范围为45~60℃，塔釜温度优选范围为120~200℃；吸收塔和解吸塔为板式塔、填料塔中的一种。

本发明通过将丙烷脱氢反应后的气体首先经过一级压缩机压缩至0.8~1.5MPaG，并冷却至10~15℃进行气液分离，在该温度压力条件下，反应气体中70%~90%（重量）的丙烷和丙烯等烃类物质被冷凝下来，冷凝液进入后续分离工段，不凝气中仍含有80%~90%（重量）的烃类物质，进入由吸收塔和解吸塔组成的的吸收解吸装置，采用含4~8个碳原子的烃类作为吸收剂，吸收塔操作压力为0.5~1.5MPa，塔顶温度10~40℃，塔釜温度40~60℃，解吸塔操作压力为0.5~1.0MPa，塔顶温度45~60℃，塔釜温度100~180℃。在吸收塔中，气相中的丙烷、丙烯等烃类物质被吸收下来，塔顶气相为氢气纯度98%（体积）以上气体，可部分返回反应系统，被吸收下来的丙烷、丙烯随吸收剂进入解吸塔，在解吸塔塔顶被解吸出来，送至后续分离工段，解吸塔塔釜为吸收剂，循环回吸收塔。

采用本发明方法，压缩机仅一级，不需要冷箱，仅使用2个常规小直径的塔器，采用C₄~C₈烃为吸收剂（循环利用），即可实现氢气和C₂及以上烃类的分离，分离氢气纯度高，设备投资低，能耗低。据计算，采用本发明方法，分离部分设备投资仅为以往技术的10%~20%，能耗为以往技术的50%~60%，分离的氢气纯度与以往技术相当，取得了显著的技术进步。

附图说明

图1为本发明丙烷脱氢制丙烯工艺流程示意图。

图1中，1为压缩机，2为一级压缩机出口冷却器，3为气液分离罐，4为吸收塔，5为解吸塔，101为丙烷脱氢反应气，102为压缩机出口物流，103为压缩机冷却器出口物流，104为气液分离罐气相物流，105为气液分离罐液相物流，106为吸收塔塔顶物流氢气，107为吸收塔塔底物流，108为解吸塔顶物流，109为解吸塔塔釜物流，110为补充吸收剂，111为返回吸收塔吸收剂物流。

图1中，丙烷脱氢反应气101进入压缩机1压缩，压缩后物流102经压缩机出口冷却器2冷却，得到物流103进气液分离罐3进行气液分离，气相物流104进入吸收塔4吸收，塔顶物流106主要成分是氢气，吸收塔4塔釜物流107进入解吸塔5，解吸塔5塔釜液109同补充吸收剂110混合后物流111返回吸收塔4，解吸塔5塔顶冷凝液108和物流105混合进入后续精馏系统。

图2为以往丙烷脱氢制丙烯技术示意图。

图2中，6为一级压缩机，7为二级压缩机，8为三级压缩机，9为一级压缩机出口冷却器，10为二级压缩机出口冷却器，11为三级压缩机出口冷却器，12为深冷冷箱。101为丙烷脱氢反应气，112为一级压缩机出口冷凝液，113为二级压缩机出口冷凝液，114为三级压缩机出口冷凝液，115为深冷冷箱冷凝液，116为深冷冷箱不凝气。 

图2中，丙烷脱氢反应气101进入三级压缩机6、7、8进行压缩，压缩后气体经压缩机出口冷却器9、10、11冷却后，不凝气进入深冷冷箱12冷却，深冷冷箱不凝气116部分作为循环氢气循环回反应器，部分作为副产氢气，深冷冷箱冷凝液115与三级压缩机冷凝液112、113、114混合后进入后续精馏系统。

下面通过实施例和比较例对发明作进一步阐述。

 

具体实施方式

【实施例1】

某30万吨/年丙烷脱氢制丙烯装置（年操作时数8000小时），采用图1的工艺技术，丙烷脱氢反应后气体经一级往复式压缩机压缩至0.9MPa，并冷却至45℃，气相物流进入吸收塔吸收，吸收塔操作压力为0.8MPa，塔顶温度40℃，塔釜温度60℃，采用环己烷（C₆）为吸收剂，吸收塔顶物流部分作为循环氢气循环回反应器，部分作为副产氢气至装置外，塔釜吸收液进入解吸塔，解吸塔操作压力为0.75MPa，塔顶温度45℃，塔釜温度125℃，吸收塔和解吸塔为板式塔，解吸塔塔顶物流为丙烷和丙烯等烃类。

该装置吸收塔处理量为反应气体的30%，吸收塔塔径2000mm，解吸塔塔径2200mm，副产氢气纯度98.5%（体积），装置蒸汽消耗12吨/小时，电消耗3000kw，总投资约10亿元人民币。

 

【实施例2】

某30万吨/年丙烷脱氢制丙烯装置（年操作时数8000小时），采用图1的工艺技术，反应后气体经一级往复式压缩机压缩至1.5MPa，并冷却至10℃，吸收塔操作压力为1.4MPa，塔顶温度10℃，塔釜温度40℃，解吸塔操作压力为1.4MPa，塔顶温度50℃，塔釜温度160℃，其他条件同实施例1。

该装置吸收塔处理量为反应气体的10%，吸收塔塔径1600mm，解吸塔塔径1600mm，副产氢气纯度98.8%（体积），装置蒸汽消耗11吨/小时，电消耗3400kw，总投资约9.5亿元人民币。

 

【实施例3】

某20万吨/年丙烷脱氢制丙烯装置（年操作时数8000小时），采用图1的工艺技术，采用正丁烷（C₄）为吸收剂，解吸塔操作压力为0.7MPa，塔顶温度45℃，塔釜温度100℃，其他条件同实施例1。

该装置吸收塔处理量为反应气体的30%，吸收塔塔径2000mm，解吸塔塔径2100mm，副产氢气纯度98%（体积），装置高压蒸汽消耗13吨/小时，电消耗3500kw，总投资约10.5亿元人民币。

 

【实施例4】

某20万吨/年丙烷脱氢制丙烯装置（年操作时数8000小时），采用图1的工艺技术，采用芳烃抽余油（C₅~C₈，馏程60~120℃）为吸收剂，解吸塔操作压力为0.8MPa，塔顶温度48℃，塔釜温度120℃，其他条件同实施例1。

该装置吸收塔处理量为反应气体的30%，吸收塔塔径2000mm，解吸塔塔径2000mm，副产氢气纯度99%（体积），装置高压蒸汽消耗12吨/小时，电消耗3200kw，总投资约10亿元人民币。

 

【比较例1】

某30万吨/年丙烷脱氢制丙烯装置（年操作时数8000小时），采用图2的工艺技术，丙烷脱氢反应气经三级离心式压缩机压缩至3.5MPaG、采用甲烷为冷剂深冷至-120℃进行气液分离，气相部分循环回反应系统，液相去精馏系统进一步分离。

该装置副产氢气纯度99.2%（体积），装置高压蒸汽消耗18吨/小时，电消耗7000kw，总投资约20亿元人民币。

Claims (9)

1.一种丙烷脱氢反应气的氢气分离方法，依次包括以下几个步骤：

a)将丙烷脱氢反应气体在压力为0.5～1.5MPa，温度为5～45℃的条件下，进行气液分离，分离后的气相含有氢气和烃类；

b）将气相通过以C₄～C₁₈烃类为吸收剂的吸收塔，烃类被吸收剂吸收下来，氢气得到分离，分离后的部分氢气返回反应系统，其他氢气送至界外；

c）含吸收剂的吸收液经解吸塔解吸后，烃类物质和吸收剂分离，烃类进入后续精馏系统进行分离，得到产品丙烯。

2.根据权利要求1所述的丙烷脱氢反应气的氢气分离方法，其特征在于所述气相中的烃类中含有气态丙烷和丙烯烃类，分离后的液相含有液态丙烷和丙烯烃类。

3.根据权利要求1所述的丙烷脱氢反应气的氢气分离方法，其特征在于丙烷脱氢反应后气体经压缩机压缩至压力为0.8~1.0MPaG，并冷却至温度为10~15℃进行气液分离；压缩过程为1级压缩，压缩机可为离心式压缩机、往复式压缩机或螺杆压缩机。

4.根据权利要求1所述的丙烷脱氢反应气的氢气分离方法，其特征在于丙烷脱氢反应后气体经压缩冷却后，进入至少由两个塔系统组成的的吸收解吸装置，丙烯和未反应的丙烷等烃类物质与氢气实现分离。

5.根据权利要求1所述的丙烷脱氢反应气的氢气分离方法，其特征在于含吸收剂的吸收液经解吸塔解吸后，丙烷、丙烯等烃类物质和吸收剂分离，吸收剂循环回吸收塔。

6.根据权利要求1所述的丙烷脱氢反应气的氢气分离方法，其特征在于吸收剂为含5~12个碳原子的烃类。

7.根据权利要求6所述的丙烷脱氢反应气的氢气分离方法，吸收剂为己烷、环己烷、苯、甲苯、二甲苯、乙苯、二乙二醇醚、三乙二醇醚、环丁砜、芳烃抽余油中的至少一种。

8.根据权利要求1所述的丙烷脱氢反应气的氢气分离方法，其特征在于吸收塔操作压力为0.5~1.5MPa，塔顶温度10~40℃，塔釜温度40~60℃，解吸塔操作压力为0.5~1.0MPa，塔顶温度45~60℃，塔釜温度120~200℃。

9.根据权利要求1所述的丙烷脱氢反应气的氢气分离方法，其特征在于吸收塔和解吸塔为板式塔、填料塔中的一种。

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